催化重整分馏塔的控制分析

吴斌

催化重整分馏塔的控制分析

吴斌

(中国石油工程建设公司 华东设计分公司，北京100101)

针对分馏塔的控制要求,在保证产品质量的同时产品回收率应尽可能大，以催化重整装置中重整油塔和苯塔为例，探讨分析了单一的热量平衡控制、热量平衡-物料平衡控制、改进型热量平衡-物料平衡控制和温差-物料平衡控制，通过比较说明了各自的优缺点，总结了催化重整装置中的分馏塔各适用哪种控制方案。重点讨论了催化重整中广泛使用的热量平衡-物料平衡控制，结合实际应用，介绍了其控制过程，同时为克服其缺点，在控制方案中引入加法器，设计了改进型热量平衡-物料平衡控制，并给出了如何实现该改进方案的DCS组态框图，同时强调了在组态中应重点注意的事项。

分馏塔 热量平衡-物料平衡控制 温差-物料平衡控制

催化重整是炼油过程中的重要装置，以石脑油为原料，产品主要为高辛烷值的汽油和芳烃，并副产氢气[1]。分馏塔是炼油工艺中的重要静设备，重整装置中的石脑油分馏塔、脱戊烷塔和重整油塔等都属于分馏塔。在对这些分馏塔设计自控方案时，不仅要求产品质量达标，同时要求产品的回收率能达到最大，为达到这一目标，就要求采用的控制方案能保证分馏塔的物料平衡和热量平衡都能保持相对稳定[2]。遵循这一原则，在实践中分馏塔的控制算法得到不断改进，归纳起来有如下几种： 单一的热量平衡控制、热量平衡-物料平衡控制、改进型热量平衡-物料平衡控制和温差-物料平衡控制。 本文对这几种控制方案进行了比较分析，并给出了改进型热量平衡-物料平衡控制的DCS组态框图。

1 单一的热量平衡控制

以催化重整中的重整油塔为例，单一的热量平衡控制方案如图1所示。

该种方案以从分馏塔顶馏出的物料温度TIC串级控制回流量FIC1，同时用塔顶回流罐液位LIC1串级控制塔顶产品抽出量FIC2。依靠调整塔外的冷回流的流量来保持塔顶温度TIC的恒定，塔顶温度随外回流流量的变化而改变，当外界的气候发生变化，塔顶空冷器的冷却效果随之变化，外回流介质的温度也跟着改变，这将导致塔内热平衡被打破，塔顶温度TIC发生变化，从而促使调节阀FV1动作，引起回流量FIC1的变化，以补偿塔顶温度TIC。在此动态过程中，分馏塔本身以及温度控制回路具有不可避免的滞后性，这将导致调节过程比较缓慢而且波动不断，在新的工作点即塔的另一个热量平衡建立之前，这段时间内会影响到塔顶抽出的产品质量。由以上分析可知，该种方案只考虑了单一的塔顶的热量平衡，未建立起塔顶温度与塔顶产品抽出量的直接联系，而实际上塔顶的温度是直接影响塔顶产品质量的[3]。实践也证明了该控制的过程不够快捷，只能保证热量的平衡，不能兼顾物料平衡。为此，国内外的很多精馏分馏工艺改进了控制方案，采用了热量平衡-物料平衡控制。

图1 单一的热量平衡控制方案示意

2 热量平衡-物料平衡控制

典型的热量平衡-物料平衡控制方案如图2所示。

分析可知，对于重整油塔而言，自动控制的目的是保证塔顶抽出的C6和C7馏分油不夹带其他馏分，塔底油中尽量少含C6和C7馏分。为此设计自控方案： 以塔顶馏出物温度TIC串级控制塔顶产品抽出量FIC2，其实质是建立塔顶温度与抽出产品馏分的直接联系，保证塔的物料平衡；同时用塔顶回流罐液位LIC1串级控制回流量FIC1，其实质是以塔内的汽化物上升和塔外的液体回流，创造一个循环的物料不断分离过程，保证塔内的热量平衡。在该种控制方案下，当塔的自动控制稳定于某个工作点时，若环境温度变化，导致塔顶空冷器的出口温度降低，外回流介质的温度随之降低，塔内的温度降低，从而由于蒸发而进入回流罐的分馏物减少，回流罐的液位LIC1降低，此时调节阀FV1动作，减少外回流量FIC1，此时进入塔内的冷介质减少，塔顶温度重新跟踪到给定值，塔的热量重新平衡到稳定状态。在这一变化过程中，塔顶温度TIC会有短时间的变化，产品抽出量FIC2也会相应有变化，但因为回流量FIC1较抽出量FIC2大很多，温度控制回路本身也会有很大滞后，也就是说相对于液位回流串级控制，温度抽出量的串级要滞后很多，因此热量平衡控制回路的短时间波动不会对物料平衡控制回路产生显著的影响，即不会对产品质量造成大的影响。实践证明： 外回流量与产品抽出量的比值，即回流比越大，该种控制方案的效果越明显[4]。在热量平衡-物料平衡控制中，回流罐的液位LIC1是个关键点，要求它能灵敏感知到外界的干扰，从而迅速地调整回流量，使塔顶温度在最短时间重新达到稳定，从而减少对产品质量的影响，达到新的平衡。但这同时又意味着应使回流罐的容积足够大，才能保证回流量足够大，这又降低了液位串级控制的灵敏性能。为解决该矛盾，提出了改进型的热量平衡-物料平衡控制。

图2 热量平衡-物料平衡控制方案示意

3 改进型热量平衡-物料平衡控制

典型的改进型热量平衡-物料平衡控制方案如图3所示。

3.1 控制方案分析

由图3可知，改进型热量平衡-物料平衡控制相较于热量平衡-物料平衡控制，同样以塔顶馏出物温度TIC串级控制塔顶产品抽出量FIC2，不同之处在于引入加法器，用塔顶回流罐液位LIC1串级控制回流量FI1和抽出量FIC2之和FIC4。在该种控制方案中，当塔顶温度TIC变化时，虽然回流罐液位LIC1不能同时感应到该变化，但调节阀FV2会及时动作，抽出量FIC2会同时产生变化，从而导致回流量和抽出量之和FIC4产生变化，为弥补该变化需向抽出量变化相反的方向调节回流量，从而调节阀FV1动作，迅速使塔顶温度回到设定值。因此，该种控制方案能克服回流罐液位LIC1的滞后，更快捷地反应温度变化，使分馏塔的控制系统更快达到热量平衡和物料平衡，最大可能保证产品质量。

图3 改进型热量平衡-物料平衡控制方案示意

3.2 改进型热量平衡-物料平衡控制的组态实现

改进型热量平衡-物料平衡控制回路原理如图4所示。

该控制方案引入了加法器，实际运用中很多DCS厂家可在DCS上组态时以图4为参照，实现改进型热量平衡-物料平衡控制方案。图中字母R代表调节器为反作用，字母D代表调节器为正作用。分析可知，在确定产品抽出流量调节阀FV2的故障状态为FC，即为气开型时，串级回路中塔顶馏出物温度TIC的调节器应为反作用，抽出量FIC2调节器也应为反作用，当塔顶温度高于工作点温度时，此时阀门FV2阀位减小，产品抽出量减少。另一方面，引入加法器FU，以抽出量FIC2的测量值FIC2.PV与回流量FI1的测量值FI1.PV之和作为调节器FIC4的测量值，以回流罐液位LIC1作为调节器FIC4的给定值，组态时应特别注意100%的液位应跟抽出量FIC2与回流量FI1的满刻度流量之和对应。在确定塔顶回流流量调节阀FV1的故障状态为FO，即气关型时，串级回路中回流罐液位LIC1的调节器应为正作用，流量FIC4的调节器应为正作用，保证塔顶温度升高，馏出物增多，导致回流罐液位升高时，增大塔顶回流流量调节阀FV1的阀门开度，增加外回流量，促使塔顶温度重新回归给定值，控制系统达到新的平衡。

图4 改进型热量平衡-物料平衡控制原理示意

4 温差-物料平衡控制

以催化重整中的苯塔为例，温差-物料平衡控制方案如图5所示。

该控制方案以苯塔塔盘之间的温差TDIC串级控制塔顶产品抽出量FIC2，用塔顶回流罐液位LIC1串级控制回流量FIC1。相较于热量平衡-物料平衡控制，改用温差代替塔顶温度参与控制，主要是由于苯塔的特殊性决定的。苯塔一般工作在常压状态下，用于将芳烃中的苯分馏出来，工艺通常要求苯塔的产品中苯的质量分数不小于99.9%，甲苯的质量分数不大于0.05%，非芳烃的质量分数不大于0.1%[5]。这么高纯度的苯产品接近于纯净物，它的沸程就很窄，为1℃左右，而且苯塔内的苯与其他混合组分之间相对挥发度很小[6]，苯塔运行中若塔的操作压力有微小的波动，苯的沸点将会随之改变，若采用塔顶温度控制很容易将其他组分带入苯产品中，影响苯的纯度，导致不合格产品。温差控制中的温差检测点位置由工艺计算后确定，一般定为灵敏塔盘和苯的沸点温度处，灵敏塔盘定义为苯塔中该层塔盘的温度当苯的质量分数发生微小变化时改变最大[7]。温差控制的实质是保持灵敏塔盘与苯的沸点之间温差稳定，由于灵敏塔盘的特殊性，当温差变化幅度很大时，苯的质量分数才只有微小变化，尽管当塔的压力出现波动时，苯的沸点会发生变化，各层塔盘的温度也会随之改变，但两者变化的方向是一致的，温差的变化幅度就会很小或基本不变，这就克服了压力波动对苯塔产品质量的干扰。实践证明： 温差控制结合物料平衡控制能有效保证苯的质量分数及各项质量指标，操作简单，控制过程平稳。

图5 温差-物料平衡控制方案示意

5 结束语

催化重整装置中对分馏塔的控制效果，直接影响到重整产品的质量，单一的热量平衡控制属于经典的组分控制方案，它一般适用于回流比小于1的分馏塔[8]；对于回流比大的分馏塔适用于热量平衡-物料平衡控制，但该方案无法克服液位控制灵敏性不够的缺点，改进型热量平衡-物料平衡控制可有效解决这个问题，并在实践中取得了良好的应用效果，尤其是在回流比大于1的场合，能更好地保证产品质量。催化重整中大部分的分馏塔，如： 石脑油分馏塔、脱戊烷塔和重整油塔等，都适用于改进型热量平衡-物料平衡控制。温差-物料平衡控制主要用于控制对产品纯度要求高而且分离的产品沸程窄的分馏塔，如催化重整中的苯塔和甲苯塔等。

[1] 张世方.催化重整工艺技术发展[J]. 中外能源, 2012(06)： 60-65.

[2] 徐承恩.催化重整工艺与工程[M]. 北京： 中国石化出版社,2006.

[3] 张永胜. 重油催化裂化分馏塔的热平衡的分析与探讨[J]. 中国石油和化工标准与质量, 2012(06)： 26.

[4] 张猛,胡益锋. MTBE反应精馏过程动态模拟和控制系统分析[J]. 控制工程, 2004,11(04)： 289-292.

[5] 于宏敏,陈德民,陈慧,等.GB/T 3405—2011 石油苯[S]. 北京： 中国标准出版社,2011.

[6] 杨祖英.化工原理[M]. 北京： 化学工业出版社, 2004.

[7] 栾国颜,高维平,刘艳杰,等. 稳态模拟法求取精馏塔灵敏板的途径[ J] . 化工设计, 2002, 12 (02)： 18-20.

[8] 谢洪波,胡国银. 先进控制技术在连续重整装置的应用[J].石油炼制与化工,2009,40(02)： 54-57.

[9] 陆德民,张振基,黄步余.石油化工自动控制设计手册[M]. 3版.北京： 化学工业出版社, 2000.

Analysis on Catalytic Reforming Splitters Control

Wu Bin

(East China Design Branch, China Petroleum Engineering Construction Company, Beijing, 100101, China)

s: In view of fractionating column control requirements, product recovery rate should be as high as possible with products quality guaranteed. Taking reformate column and benzene column in catalytic reforming unit as case, single heat balance control, heat balance-material balance control, improved heat balance-material balance control and temperature difference-material balance control are discussed.Advantages and disadvantages are explained by comparison. What kind of control scheme is applicable to splitters in catalytic reforming unit are summarized. Widely used heat balance-material balance control in catalytic reforming is stressed. Control process is introduced combined with actual application. Improved heat balance-material balance control is designed with introducing summator in control scheme to overcome its shortcomings. Distributed control system (DCS) configuration block diagram is presented for implementing this improvement scheme. Key precautions in configuration are emphasized.

splitter; heat balance-material balance control; temperature difference-material balance control

吴斌(1983—)，男，现就职于中国石油工程建设公司华东设计分公司，从事自动控制设计工作，任工程师。

TP273

B

1007-7324(2017)02-0027-04

稿件收到日期： 2016-10-31，修改稿收到日期： 2016-12-28。